JP2015508830A - 原油の直接処理のための溶剤脱歴および蒸気熱分解統合プロセス - Google Patents

Abstract

原油供給原料の直接処理によりオレフィンおよび芳香族化合物などの石油化学製品を生産することを可能とするために、溶剤脱歴ゾーンと統合された蒸気熱分解ゾーンに関するプロセスが提供される。原油の直接処理によりオレフィンおよび芳香族石油化学製品を生産するための溶剤脱歴および蒸気熱分解統合プロセスは、脱アスファルトおよび脱金属油流ならびに底部アスファルト相を生成するのに効果的な量の溶剤を含む溶剤脱歴ゾーンへの原油の装填、蒸気の存在下で脱アスファルトおよび脱金属油流を熱分解して混合生成物流の形成、混合生成物流の分離、分離された混合生成物流からオレフィンおよび芳香族化合物の回収、および分離された混合生成物流から熱分解燃料油の回収、を含む。【選択図】図１

Description

関連出願
本出願は、２０１２年１月２７日出願の米国特許仮出願第６１／５９１，７８３号の利益を主張する。この開示は、参照によってその全体が本明細書に組み込まれる。

発明の分野
本発明は、原油の直接処理によりオレフィンや芳香族化合物などの石油化学製品を生産するための溶剤脱歴および蒸気熱分解統合プロセスに関する。

低級オレフィン（すなわち、エチレン、プロピレン、ブチレン及びブタジエン）および芳香族化合物（すなわち、ベンゼン、トルエンおよびキシレン）は、石油化学製品および化学工業において広く使用される基本的な中間体である。熱分解、または蒸気熱分解は、典型的な例では、蒸気の存在下で、かつ、酸素非存在下におけるこれらの物質の形成のための主要なタイプのプロセスである。蒸気熱分解用の供給原料には、石油ガス、およびナフサ、ケロシンおよびガス油などの留出物を含むことができる。通常、これらの供給原料の入手可能性は、限られており、原油製油所において高価で、エネルギー大量消費型プロセスステップが必要となる。

蒸気熱分解反応装置用の供給原料として重質炭化水素を使って調査を行った。従来の主要な重質炭化水素熱分解操作の主な欠点は、コークス形成である。例えば、重質液体炭化水素の水蒸気分解プロセスは、米国特許第４，２１７，２０４号で開示されている。この特許では、コークス形成を最小限にするために、溶融塩のミストが水蒸気分解反応ゾーン中に導入される。一例では、３．１重量％のコンラドソン残留炭素分を有するアラビア軽質原油を使って、溶融塩の存在下で、６２４時間にわたり熱分解装置の操作を継続できた。溶融塩の添加のない比較例では、水蒸気分解反応装置は、反応装置中でのコークス形成が原因で管が詰まり、たった５時間後には運転不能となった。

さらに、蒸気熱分解反応装置用の供給原料として重質炭化水素を使ったオレフィンおよび芳香族化合物の収量と分布は、軽質炭化水素供給原料を使った場合とは異なる。重質炭化水素は、より高い鉱山局相関インデックス（ＢＭＣＩ）により示されるように、軽質炭化水素より芳香族化合物含量が多い。ＢＭＣＩは、供給原料の芳香族性の測定値であり、以下のように計算される。
ＢＭＣＩ＝８７５５２／ＶＡＰＢ＋４７３．５^＊（ｓｐ．ｇｒ．）−４５６．８（１）
式中、
ＶＡＰＢ＝容積平均沸点（ランキン目盛）、
ｓｐ．ｇｒ．＝供給原料の比重。

ＢＭＣＩが小さくなると、エチレンの収量は、増加することが期待される。従って、蒸気熱分解でより高い収量で目的のオレフィンを得る一方で、反応装置のコイル部中でのより多くの望ましくない生成物およびコークスの形成を避けるために、通常、高パラフィン系または低芳香族系の原料の供給が好ましい。

蒸気分解装置中での絶対コークス形成速度が、Ｃａｉ ｅｔ ａｌ．、「Ｃｏｋｅ Ｆｏｒｍａｔｉｏｎ ｉｎ Ｓｔｅａｍ Ｃｒａｃｋｅｒｓ ｆｏｒ Ｅｔｈｙｌｅｎｅ Ｐｒｏｄｕｃｔｉｏｎ」、 Ｃｈｅｍ． Ｅｎｇ． ＆ Ｐｒｏｃ．、 ｖｏｌ．４１、 （２００２）、 １９９−２１４、で報告されている。一般的には、絶対コークス形成速度は、昇順で、オレフィン＞芳香族化合物＞パラフィン類の順である（オレフィンは、重質オレフィンを表す）。

これらの石油化学製品に対する増大する需要に対応できるようにするために、粗原油（ｒａｗ ｃｒｕｄｅ ｏｉｌ）などの他のタイプの大量に入手可能な供給原料が、生産者にとって魅力的になっている。原油供給原料の使用は、精油所がこれらの石油化学製品生産のボトルネックになる可能性を最小化するか、または除くことができるであろう。

蒸気熱分解プロセスは、よく発達し、その意図された目的に対しては適切であるが、供給原料の選択は、極めて限定されてきた。

本明細書に記載のシステムとプロセスは、原油供給原料の直接処理を可能としてオレフィンおよび芳香族化合物を含む石油化学製品を生産するための、溶剤脱歴ゾーンと統合された蒸気熱分解ゾーンを提供する。

原油の直接処理によりオレフィンおよび芳香族石油化学製品を生産するための溶剤脱歴および蒸気熱分解統合プロセスは、脱アスファルトおよび脱金属油流ならびに底部アスファルト相を生産するのに効果的な量の溶剤と共に原油の溶剤脱歴ゾーンへの装填、蒸気の存在下で脱アスファルトおよび脱金属油流の熱分解による混合生成物流の生成、混合生成物流の分離、オレフィンおよび分離された混合生成物流からの芳香族化合物の回収、および分離された混合生成物流からの熱分解燃料油の回収を含む。

本明細書で使われる用語の「原油」は、従来の供給源からの全原油、いくつかの前処理を受けた原油を含むと理解されるべきである。また、原油という用語は、水−油分離；および／またはガス−油分離、および／または脱塩、および／または安定化の処理を受けているものを含むと理解されたい。

本発明のプロセスの他の態様、実施形態、および利点は、以下で詳細に考察される。さらに、前出の情報および以下の詳細説明の両方は、単に、種々の態様および実施形態の例示的実施例であり、請求された特徴および実施形態の本質および特性の理解のために概要またはフレームワークを提供することを意図していることは理解されよう。付随する図は、例示であり、本発明のプロセスの種々の態様と実施形態のさらなる理解を得るために提供される。本発明は、添付図に言及しながら、以下でさらに詳細に説明される。

本明細書記載の統合プロセスの実施形態のプロセスフローを示す図である。 図２Ａ〜２Ｃ。本明細書記載の統合プロセスにおける特定の蒸気熱分解ユニットの実施形態で使われる気液分離装置の斜視、上面、および側面概略図である。

溶剤脱歴および蒸気熱分解統合プロセスならびにシステムを含むフロー図を図１に示す。統合システムは、溶剤脱歴ゾーン、蒸気熱分解ゾーン３０および生成物分離ゾーンを含む。

通常、溶剤脱歴ゾーンは、一次沈降タンク１４、二次沈降タンク１７、脱アスファルト／脱金属油（ＤＡ／ＤＭＯ）分離ゾーン２０、および分離器ゾーン２３を含む。

一次沈降タンク１４は、供給原料流１および溶剤を含む混合流１３を受け入れる入口を含み、この溶剤は、新しい溶剤２９、再利用溶剤１２、再利用溶剤２４であっても、またはこれらの溶剤源の１種または複数種の組み合わせであってもよい。また、一次沈降タンク１４は、一次ＤＡ／ＤＭＯ相１５の排出用出口および一次アスファルト相１６の排出用のいくつかの管出口を含む。二次沈降タンク１７は、一次ＤＡ／ＤＭＯ相１５を受け入れるための両端部の、二次ＤＡ／ＤＭＯ相１９の排出用出口、および二次アスファルト相１８の排出用出口に位置する２つのＴ字型分配器を含む。ＤＡ／ＤＭＯ分離ゾーン２０は、二次ＤＡ／ＤＭＯ相１９を受け入れるための入口、溶剤流１２排出用出口および蒸気熱分解ゾーン供給原料として使用するための溶剤不含ＤＡ／ＤＭＯ流２１の排出用出口を含む。分離器２３は、一次アスファルト相１６を受け入れるための入口、溶剤流２４の排出用出口、および底部アスファルト相２５の排出用の出口を含む。

通常、蒸気熱分解ゾーン３０は、対流部３２、および当技術分野で既知の蒸気熱分解単位操作、すなわち、蒸気の存在下で熱分解供給原料を対流部へ装填すること、に基づいて操作できる熱分解部３４を含む。さらに、任意選択の特定の本明細書記載の実施形態（図１の点線で示す）では、気液分離部３６は、部分３２と部分３４との間に収容される。対流部３２からの加熱水蒸気分解供給原料が通過する気液分離部３６は、蒸気と液体の物理的または機械的分離に基づく分離装置であってよい。

一実施形態では、気液分離装置は、図２Ａ〜２Ｃにより図示され、また、これらに基づき説明される。また、気液分離装置の類似の配置が米国特許公開第２０１１／０２４７５００号に記載されている。この特許は、参照によってその全体が本明細書に組み込まれる。この装置では、蒸気と液体がサイクロン型構造中を通過し、それにより、装置は、等温的に、かつ、極めて短い滞留時間で動作する。一般に、蒸気は、円形パターンで旋回されて力を生じ、そこでは、より重い滴および液体が捕捉されて、低硫黄燃料油３８として液体出口まで向かわされ、例えば、熱分解燃料油ブレンドに付加され、蒸気は、蒸気出口を通って装填物３７として熱分解部３４へ向かわされる。気化温度および流体速度を変えて、大凡の温度カットオフポイントを、例えば、特定の実施形態では、残留燃料油ブレンドに適合する、例えば、約５４０℃に調節する。

急冷ゾーン４０は、蒸気熱分解ゾーン３０の出口と流体連通している入口、急冷溶液４２を受け入れるための入口、急冷混合生成物流４４を排出する出口および急冷溶液４６を排出する出口を含む。

通常、中間体急冷混合生成物流４４は、中間体生成物流６５および水素６２に変換され、これは、本プロセスで精製され、リサイクル水素２として水素化反応ゾーン４で使用される。通常、中間体生成物流６５は、分離ゾーン７０中で最終産物と残油に分留される。この分離ゾーンは、例えば、当業者には既知の、脱エタン塔、脱プロパン塔および脱ブタン塔を含む複数の分留塔などのひとつまたは複数の分離ユニットであってよい。例えば、適切な装置は、「エチレン」、ウルマン工業化学百科事典、１２巻、５３１−５８１ページ、特に、図２４、図２５および図２６に記載されている。この文献は、参照により本明細書に組み込まれる。

通常、生成物分離ゾーン７０は、生成物流６５流体と連通している入口、および複数の生成物出口７３〜７８を含む。これらの出口には、メタン排出用の出口７８、エチレン排出用の出口７７、プロピレン排出用の出口７６、ブタジエン排出用の出口７５、混合ブチレン排出用の出口７４、および熱分解ガソリン排出用の出口７３が含まれる。さらに、熱分解燃料油７１排出用出口が備えられる。分離器２３からの底部アスファルト相２５および任意選択で、気液分離部３６から排出された部分３８は、熱分解燃料油７１と組み合わされ、この混合流は、熱分解燃料油ブレンド７２、例えば、低硫黄燃料油ブレンドとして取り出され、敷地外の精油所でさらに処理できる。６つの生成物出口が示されているが、例えば、採用される分離ユニットの配置および収量や分布要件に応じて、さらに少ない、またはさらに多い出口を備えてもよいことに留意されたい。

図１の配置を採用するプロセスの実施形態では、原油供給原料１は、供給原料２９、１２および２４の１種または複数種からの溶剤と混合される。その後、得られた混合物１３は、一次沈降タンク１４に移される。混合と沈降により、一次沈降タンク１４中に２つの相：一次ＤＡ／ＤＭＯ相１５および一次アスファルト相１６が形成される。一次沈降タンク１４の温度は、充分に低く、供給原料から全てのＤＡ／ＤＭＯを回収できる。例えば、ｎ−ブタンを使ったシステムでは、適切な温度範囲は、約６０℃〜１５０℃であり、適切な圧力は、動作温度で溶剤を液相で保持するためのｎ−ブタンの蒸気圧より高い圧力、例えば、約１５〜２５ｂａｒである。ｎ−ペンタンを使うシステムでは、適切な温度範囲は、約６０℃〜約１８０℃であり、この場合も、適切な圧力範囲は、動作温度で溶剤を液相で保持するためのｎ−ペンタンの蒸気圧より高い圧力、例えば、約１０〜２５ｂａｒである。通常、二次沈降タンク中の温度は、一次沈降タンクの温度より高い。

大量の溶剤ならびにＤＡ／ＤＭＯおよび少量のアスファルトを含む一次ＤＡ／ＤＭＯ相１５は、一次沈降タンク１４の頂部の出口、および収集管（図示せず）を介して排出される。溶剤の体積の４０〜５０体積％を含む一次アスファルト相１６は、一次沈降タンク１４の底部のいくつかの管出口を経由して排出される。

一次ＤＡ／ＤＭＯ相１５は、二次沈降タンク１７の両端部の、最終抽出段階として機能する２つのＴ字型分配器に入る。少量の溶剤およびＤＡ／ＤＭＯを含む二次アスファルト相１８は、二次沈降タンク１７から排出され、一次沈降タンク１４に戻されてＤＡ／ＤＭＯが回収される。二次ＤＡ／ＤＭＯ相１９が得られ、ＤＡ／ＤＭＯ分離ゾーン２０に送られて溶剤流１２および溶剤不含ＤＡ／ＤＭＯ流２１が得られる。沈降タンクに装填された溶剤の９０ｗｔ％超がＤＡ／ＤＭＯ分離ゾーン２０に入り、これは、迅速で効率的な溶剤のＤＡ／ＤＭＯからのフラッシュ分離を可能とするために必要な量である。一次アスファルト相１６は、溶剤流２４および底部アスファルト相２５のフラッシュ分離のために分離器２３に搬送される。溶剤流１２と２４を一次沈降タンク１４用の溶剤として使用でき、従って、新しい溶剤２９の必要性を最小限にできる。

溶剤脱歴ゾーンで使われる溶剤には、プロパン、ブタンおよびペンタン、ならびにそれらの混合物などの純粋な液体炭化水素が含まれる。溶剤の選択は、ＤＡＯの要件、ならびに最終生成物の質と量に依存する。溶剤脱歴ゾーンの動作条件には、溶剤の臨界点、またはそれ未満の温度、２：１〜５０：１の範囲の溶剤／油比率、および溶剤／供給原料混合物を沈降タンク中で液体状態に維持するのに効果的な範囲の圧力、が含まれる。

実質的に溶剤不含ＤＡ／ＤＭＯ流２１は、任意選択で、水蒸気蒸留（図示せず）により全ての残っている溶剤が除去され、例えば、蒸気入口（図示せず）を介して導入された有効量の蒸気の存在下で、対流部３２に送られる熱分解供給原料流となる。対流部３２では、混合物は、例えば、１つまたは複数の廃棄熱流または他の適切な加熱配置を使って所定の温度に加熱される。加熱された軽質留分および蒸気流の混合物は、任意選択で、気液分離部３６に送られ、そこで、部分３８は熱分解燃料油７１とのブレンドに適する燃料油成分に使用可能という理由で排出される。残りの炭化水素部分は、熱分解部３４に送られ、熱分解された混合生成物流３９を生成する。

蒸気熱分解ゾーン３０は、ＤＡ／ＤＭＯ流２１をエチレン、プロピレン、ブタジエン、混合ブテンおよび熱分解ガソリンなどの目的の生成物にするのに効果的なパラメータ下で動作する。特定の実施形態では、水蒸気分解が次の条件下で行われる：対流部および熱分解部で４００℃〜９００℃の範囲の温度、範囲の対流部での０．３：１〜２：１の蒸気／炭化水素比率；および対流部および熱分解部での０．０５秒〜２秒の範囲の滞留時間。

特定の実施形態では、気液分離部３６は、図２Ａ〜２Ｃに示すような１つまたは複数の気液分離装置８０を含む。気液分離装置８０は経済的に動作し、かつ、電力または薬品供給の必要がないためメンテナンスフリーである。通常、装置８０は、気液混合物の受け入れ用入口ポート、分離された蒸気および液体をそれぞれ排出および収集するための蒸気出口ポートおよび液体出口ポート、などの３つのポートを含む。装置８０は、球状流（ｇｌｏｂａｌ ｆｌｏｗ）予備回転部（予備回転部）による流入混合物の線形速度から回転速度への変換、蒸気を液体（残油）から予備分離するための制御された遠心効果、および液体（残油）から蒸気の分離を促進するサイクロン効果、を含む現象の組み合わせに基づいて動作する。これらの効果を達成するために、装置８０は、予備回転部８８、制御されたサイクロン型垂直部９０および液体収集／沈降分離部９２を含む。

図２Ｂに示すように、予備回転部８８は、断面（Ｓ１）と断面（Ｓ２）との間に、制御された予備回転要素、および断面（Ｓ２）と断面（Ｓ３）との間に配置され、制御されたサイクロン型垂直部９０への連結要素を含む。直径（Ｄ１）である入口８２から来る気液混合物は、断面（Ｓ１）で接線方向に装置に入る。流入流のための入口断面（Ｓ１）の面積は、下式に従う入口８２の面積の少なくとも１０％である：

予備回転要素８８は、曲線流路を規定し、入口断面Ｓ１から出口断面Ｓ２まで連続的に減少するか、または増加する断面により特徴付けられる。特定の実施形態では、制御された予備回転要素の出口断面（Ｓ２）と入口断面（Ｓ１）との間の比率（Ｓ２／Ｓ１）は、０．７〜１．４の範囲にある。

混合物の回転速度は、予備回転要素３８の中心線の曲率半径（Ｒ１）に依存し、中心線は、予備回転要素８８の連続的に変化する断面の中心点を結ぶ曲線として定義される。特定の実施形態では、１５０°〜２５０°の開角（αＲ１）範囲で、曲率半径（Ｒ１）は、Ｒ１／Ｄ１として２〜６の範囲である。

入口断面Ｓ１の断面形状は、ほぼ正方形として示したが、矩形、丸みを帯びた矩形、円、楕円、または他の直線構成形状、曲線形状または前述の形状の組み合わせであってよい。特定の実施形態では、流体が通過する予備回転要素３８の曲線形流路に沿った断面形状は、例えば、ほぼ正方形から長方形へと連続的に変化する。長方形へと連続的に変化する要素８８の断面は、好都合にも、開口面積を最大化し、従って、早期の段階での液体混合物からガスの分離および均一速度プロファイルの達成、ならびに流体流中の剪断応力の最小化を可能とする。

制御された予備回転要素８８の断面（Ｓ２）からの流体流は、部分（Ｓ３）から連結要素を経由して制御されたサイクロン型垂直部４０へ送られる。連結要素は、開口領域を含み、この領域は制御されたサイクロン型垂直部９０の入口に向かって開かれて連結されるか、またはこの入口と一体化している。流体流は制御されたサイクロン型垂直部９０に高回転速度で入り、サイクロン効果を作り出す。特定の実施形態では、連結要素の出口断面（Ｓ３）と入口断面（Ｓ２）との比率（Ｓ３／Ｓ１）は、２〜５の範囲にある。

高回転速度の混合物は、サイクロン型垂直部９０に入る。動力学的エネルギーは減少し、蒸気が、サイクロン効果により液体から分離する。サイクロンは、サイクロン型垂直部９０に上位レベル９０ａおよび下位レベル９０ｂを形成する。上位レベル９０ａでは、混合物は高濃度の蒸気を特徴とし、一方、低位レベル９０ｂでは、混合物は高濃度の液体を特徴とする。

特定の実施形態では、サイクロン型垂直部９０の内径Ｄ２は、Ｄ２／Ｄ１として２〜５の範囲であり、その高さに方向に一定であってよく、上部９０ａの長さ（ＬＵ）は、ＬＵ／Ｄ２として１．２〜３の範囲であり、低部９０ｂの長さ（ＬＬ）は、ＬＬ／Ｄ２として２〜５の範囲である。

蒸気出口３４に近接するサイクロン型垂直部９０の端部は、蒸気熱分解ユニットの熱分解部に連結された部分的開口放出上昇管に連結される。特定の実施形態では、部分的開口放出管の直径（ＤＶ）は、ＤＶ／Ｄ２として、０．０５〜０．４の範囲である。

従って、特定の実施形態では、また、流入混合物の性質に応じて、その中の大容積分率の蒸気が装置８０の出口８４から直径ＤＶの部分的開口放出管を通って出て行く。低蒸気濃度の、または蒸気を含まない液相（例えば、残油）が断面積Ｓ４のサイクロン型垂直部９０の底部分を通って出て行き、液体収集器および沈降管９２中に集められる。

特定の実施形態では、サイクロン型垂直部９０と、液体収集器および沈降管９２との間の連結領域は、９０^ｏの角度である。特定の実施形態では、液体収集器と沈降管９２の内径は、Ｄ３／Ｄ１として２〜４の範囲であり、管長さ全体にわたり一定で、液体収集器と沈降管９２の長さ（ＬＨ）は、ＬＨ／Ｄ３として、１．２〜５の範囲である。低蒸気体積分率の液体は、直径ＤＬの管８６を通って装置から取り出される。特定の実施形態では、管８６は、ＤＬ／Ｄ３として、０．０５〜０．４の範囲であり、沈降管の底部または底部の近くに配置される。

種々の部材が別々に、また、別々の部分と一緒に記載されているが、装置８０は、例えば、鋳造または型成形された一体化構造として形成でき、または、例えば、本明細書記載の部材および部分に正確に対応しても、そうでなくてもよい別々の部品を溶接または他の方法で一緒に結合させて、組み立てることができることは当業者には理解されよう。

種々の寸法が直径として記述されているが、これらの値は、構成部品が円筒形でない場合の実施形態における等価な有効径であってもよいことは理解されよう。

混合生成物流３９は、別の入口を介して導入される急冷溶液４２（例えば、水および／または熱分解燃料油）と共に急冷ゾーン４０の入口に送られ、例えば、約３００^ｏの低下した温度の急冷混合生成物流４４を生成し、消費された急冷溶液４６が排出される。

典型的な例では、分解装置からのガス混合物流出物３９は、水素、メタン、炭化水素、二酸化炭素および硫化水素の混合物である。水またはオイル急冷により冷却後、混合物４４は、通常、４〜６段の多段コンプレッサーゾーン５１で圧縮され、圧縮ガス混合物５２を生成する。圧縮ガス混合物５２は、苛性処理ユニット５３で処理され、硫化水素および二酸化炭素不含のガス混合物５４が生成される。ガス混合物５４は、コンプレッサーゾーン５５でさらに圧縮され、得られた熱分解ガス５６は、通常、ユニット５７中で極低温処理を受けて脱水され、モレキュラーシーブを使ってさらに乾燥される。

ユニット５７からの低温分解ガス流５８は、脱メタン塔５９に送られ、そこから、分解ガス流由来の水素とメタンを含む塔頂流６０が生成される。その後、脱メタン塔５９からの塔底流６５は、さらなる処理のために、脱エタン塔、脱プロパン塔および脱ブタン塔などの分留塔を含む生成物分離ゾーン７０に送られる。脱メタン塔、脱エタン塔、脱プロパン塔および脱ブタン塔の異なる配置を含むプロセス構成も採用可能である。

本明細書に記載のプロセスでは、脱メタン塔５９でのメタンの分離およびユニット６１中の水素回収後、通常、８０〜９５ｖｏｌ％の純度の水素６２が得られ，これは、精油所で必要に応じさらに精製されるか、または他の排ガスと組み合わせることができる。さらに、蒸気６２からの一部の水素をアセチレン、メチルアセチレンおよびプロパジエンの水素添加反応に利用できる（図示せず）。さらに、本明細書に記載のプロセスでは、メタン流６３は、任意選択で、蒸気分解装置に再利用して、バーナーおよび／またはヒーター用の燃料として使用できる。

脱メタン塔５９からの塔底流６５は、生成物分離ゾーン７０の入口に運ばれ、それぞれ、出口７８、７７、７６、７５、７４および７３、を経由して排出されるメタン、エチレン、プロピレン、ブタジエン、混合ブチレンおよび熱分解ガソリン生成物流に分離される。通常、熱分解ガソリンは、Ｃ５〜Ｃ９炭化水素を含み、ベンゼン、トルエンおよびキシレンがこの留分から抽出できる。任意選択で、底部アスファルト相２５と気液分離部３６からの未蒸発重質液体留分３８の片方または両方が、熱分解燃料油７１（例えば、最低沸点のＣ１０化合物（「Ｃ１０＋」流とし知られる）より高い沸点の物質）と組み合わせて、この混合流を、例えば、敷地外の精油所（図示せず）でさらに処理される熱分解燃料油ブレンド１６として取り出すことができる。特定の実施形態では、底部アスファルト相２５は、アスファルトストリッパー（図示せず）に送り、そこで全ての残余溶剤を、例えば、蒸気で除去できる。

溶剤脱歴は、独特な分離プロセスであり、このプロセスでは、残油は、真空蒸留プロセスの場合のような沸点によってではなく、分子量（密度）によって分離される。従って、溶剤脱歴プロセスは、最初の供給原料または水素化処理供給原料に比べて、パラフィン型分子に富む低混入物脱アスファルト油（ＤＡＯ）を生成し、結果的にＢＭＣＩを低減させる。

通常、溶剤脱歴は、３〜７の範囲、特定の実施形態では、４〜５の範囲の炭素数のパラフィン流と共に、また、溶剤の臨界条件より低い条件で行われる。表１に、溶剤脱歴によく使われる溶剤の性質を挙げる。

供給原料は、炭素数３〜７の範囲の軽質パラフィン系溶剤と混合され、脱アスファルト油が溶剤中に可溶化される。不溶性ピッチは、抽出器中で混合溶液から析出し、ＤＡＯ相（溶剤−ＤＡＯ混合物）から分離される。

溶剤脱歴は、液相で行われ、従って、温度と圧力は、それに合うように設定される。溶剤脱歴における相分離には２つの段階がある。第１の分離段階では、温度は、大部分のアスファルテンを分離するために第２段階の温度より低く維持される。第２段階の温度は、脱アスファルト／脱金属油（ＤＡ／ＤＭＯ）の質と量を制御するために維持される。温度は、ＤＡ／ＤＭＯの質と量に対し大きな影響を与える。抽出温度の増加は、脱アスファルト／脱金属油収量の低下を生じ、このことは、ＤＡ／ＤＭＯがより軽質で、より低粘性であり、さらにより少ない金属、アスファルテン、硫黄、および窒素を含むと想定されることを意味する。温度の低下は、逆の影響を与えるであろう。通常、抽出システムの温度を上げることにより、より高い品質のＤＡ／ＤＭＯの収量が低下し、抽出システムの温度を下げることにより、より低い品質のＤＡ／ＤＭＯの収量が増加する。

溶剤の組成は、重要なプロセス変数である。溶剤の溶解度は、通常、Ｃ３＜ｉＣ４＜ｎＣ４＜ｉＣ５の順に臨界温度の増加と共に増加する。溶剤の臨界温度の増加は、ＤＡ／ＤＭＯ収量を高める。しかし、より低い臨界温度を有する溶剤は、より低いＤＡ／ＤＭＯ品質を生ずる選択性が低いことに留意されたい。

溶剤脱歴単位装填量に対する溶剤の体積比は、選択性に影響を与え、また、それほど大きくはないにせよ、ＤＡ／ＤＭＯ収量に影響を与える。ＤＡ／ＤＭＯ収量を固定した場合、より高い溶剤／油比率は、より高い品質のＤＡ／ＤＭＯを生じる。より良好な選択性のために、より高い溶剤／油比率が望ましいが、操作コストが上昇する場合があり、その結果、溶剤／油比率が狭い範囲に制限されることが多い。また、溶剤の組成は、必要な溶剤／油比率を得るのを容易にするであろう。臨界溶剤温度が増加するに伴い、必要な溶剤／油比率は減少する。従って、溶剤／油比率は、所望の選択性、操作コスト、および溶剤組成の関数である。

本明細書記載の方法とシステムは、既知の蒸気熱分解プロセスに対し改善できる：
オレフィンおよび芳香族化合物などの石油化学製品の生産のための供給原料として原油の使用；
オレフィンの高収率のために、蒸気熱分解ゾーンへの供給原料の水素含量が富化される；
特定の実施形態では、コークス前駆体は、最初の全原油からかなり除去され、これにより、ラジアンとコイル中でのコークス形成の低減が可能となる；さらに
特定の実施形態では、金属、硫黄、および窒素化合物などのさらなる不純物もまた、出発供給原料からかなり除去され、これにより、最終生成物の後処理が不要となる。

本発明の方法とシステムが、上記および添付図で説明されてきたが、当業者なら変更は明白であり、発明の保護の範囲は、以下の請求項により規定されるべきものである。

Claims (9)

1. 原油を直接処理してオレフィンおよび芳香族石油化学製品を生産するための溶剤脱歴および蒸気熱分解統合プロセスであって、
   ａ．脱アスファルトおよび脱金属油流ならびに底部アスファルト相を生成するのに効果的な量の溶剤と共に前記原油を溶剤脱歴ゾーンに装填するステップ、
   ｂ．蒸気の存在下で、前記脱アスファルトおよび脱金属油流を熱分解して混合生成物流を生成するステップ、
   ｃ．前記熱分解された混合生成物流を分離するステップ、
   ｄ．前記分離された混合生成物流からオレフィンおよび芳香族化合物を回収するステップ、ならびに
   ｅ．前記分離された混合生成物流から熱分解燃料油を回収するステップ、
   を含む、前記統合プロセス。
2. ステップ（ｃ）が、
   前記熱分解混合生成物流を複数の圧縮段階で圧縮するステップ、
   前記圧縮された熱分解混合生成物流を苛性処理して、硫化水素および二酸化炭素の含量が低減した熱分解混合生成物流を生成するステップ、
   硫化水素および二酸化炭素の含量が低減した前記熱分解混合生成物流を圧縮するステップ、
   硫化水素および二酸化炭素の含量が低減した前記圧縮された熱分解混合生成物流を脱水するステップ、
   硫化水素および二酸化炭素の含量が低減した前記脱水された圧縮熱分解混合生成物流から水素を回収するステップ、および
   硫化水素および二酸化炭素の含量が低減した前記脱水された圧縮熱分解混合生成物流の残部から、ステップ（ｄ）のようにオレフィンおよび芳香族化合物を得てかつ、ステップ（ｅ）のように熱分解燃料油を得るステップ
   を含む請求項１に記載の統合プロセス。
3. 前記熱分解ステップのバーナーおよび／またはヒーター用の燃料として使用するために、硫化水素および二酸化炭素の含量が低減した前記脱水された圧縮熱分解混合生成物流からメタンを別に回収するステップをさらに含む、請求項２に記載の統合プロセス。
4. 前記熱分解ステップが、蒸気熱分解ゾーンの対流部で水素化処理流出物を加熱するステップ、前記加熱された水素化処理流出物を蒸気留分および液体留分に分離するステップ、前記蒸気留分を蒸気熱分解ゾーンの熱分解部に送るステップ、および前記液体留分を排出するステップを含む、請求項１に記載の統合プロセス。
5. 前記排出された液体留分が、ステップ（ｅ）で回収された熱分解燃料油とブレンドされる、請求項４に記載の統合プロセス。
6. 前記加熱された水素化処理流出物を蒸気留分と液体留分に分離するステップが、物理的および機械的分離に基づく気液分離装置を使って行われる、請求項４に記載の統合プロセス。
7. 前記気液分離装置が、
   入口部および移行部を有する予備回転要素であって、前記入口部が、前記流動流体混合物を受け入れる入口および曲線形導管を有する前記予備回転要素、
   制御されたサイクロン型部であって、
   前記曲線形導管および前記サイクロン型部を融合して前記予備回転要素に接合された入口、
   前記サイクロン型部材の上端に配置された蒸気が通過する上昇管部、
   を有する前記サイクロン型部、
   ならびに液体が通過する液体収集器／沈降部
   を含む、請求項６に記載の統合プロセス。
8. ステップ（ａ）が、
   前記原油供給原料を補充用溶剤および任意選択で新しい溶剤と混合するステップ、
   前記混合物を一次脱アスファルトおよび脱金属油相ならびに一次アスファルト相が形成される一次沈降タンクに移すステップ、
   前記一次脱アスファルトおよび脱金属油相を、二次脱アスファルトおよび脱金属油相ならびに二次アスファルト相が形成される二次沈降タンクに移すステップ、
   前記二次アスファルト相を前記一次沈降タンクに再利用し、追加の脱アスファルトおよび脱金属油を回収するステップ、
   前記二次脱アスファルトおよび脱金属油相を、脱アスファルトおよび脱金属油分離ゾーンに送り、再利用溶剤流、ならびに実質的に溶剤不含の脱アスファルトおよび脱金属油流を得るステップ、
   追加の再利用溶剤流および底部アスファルト相のフラッシュ分離のために、前記一次アスファルト相を分離器に送るステップ、
   を含み、
   前記実質的に溶剤不含脱アスファルトおよび脱金属油流が、前記蒸気熱分解ゾーンへの前記供給原料である、
   請求項１に記載の統合プロセス。
9. 前記底部アスファルト相が、ステップ（ｅ）で回収された熱分解燃料油とブレンドされる、請求項８に記載の統合プロセス。

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